(word)-毕业设计---年产三万吨双极氨冷式合成氨工艺流程设计-毕业设计

目录中文摘要1英文摘要21引言311氨的基本用途312合成氨技术的发展趋势413合成氨常见工艺方法4131高压法5132中压法5133低压法514设计条件515物料流程示意图62物料衡算821合成塔入口气组成822合成塔出口气组成823合成率计算924氨分离器出口气液组成计算1025冷交换器分离出的液体组成1326液氨贮槽驰放气和液相组成的计算1327液氨贮槽物料衡算1528合成循环回路总物料衡算173能量衡算2831合成塔能量衡算2832废热锅炉能量衡算3033热交换器能量衡算3134软水预热器能量衡算3235水冷却器和氨分离器能量衡算3336循环压缩机能量衡算3537冷交换器与氨冷器能量衡算3638合成全系统能量平衡汇总384设备选型及管道计算4041管道计算4042设备选型42结论43致谢44参考文献45年产三万吨双极氨冷式合成氨工艺流程设计摘要本次课程设计任务为年产三万吨双极氨冷式合成氨工艺流程设计，氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤，上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下H27325，N22559，CH4165,AR051合成操作压力为31MPA，合成塔入口气的组成为NH330,CH4AR155,要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到17。通过查阅相关文献和资料，设计了年产三万吨双极氨冷式合成氨工艺流程设计，并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算，并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。关键词物料衡算双极氨合成能量衡算THEDESIGNOF30KT/ASYNTHETICAMMONIAPROCESSABSTRACTTHEREAREMANYTYPESOFAMMONIASYNTHESISTECHNOLOGYANDPROCESS,GENERALLY,THEYINCLUDESAMMONIASYNTHESIS,SEPARATIONANDRECYCLING,INERTGASESEMISSIONSANDOTHERBASICSTEPS,COMBININGTHEABOVEBASICSTEPSTURNNINGINTOTHEAMMONIASYNTHESISREACTIONANDRECYCLINGPROCESS,INWHICHAMMONIASYNTHESISSECTIONISTHECENTRALPARTOFASYNTHETICAMMONIAPROCESSTHETASKOFCURRICULUMDESIGNISTHEAMMONIASYNTHESISSECTIONOFANANNUALFIFTYTHOUSANDTONSSYNTHETICAMMONIAPLANTTHECOMPOSITIONOFFRESHFEEDGASISH27377,N22456,CH4127,AR04,THETEMPERATUREIS35,THEOPERATINGPRESSUREIS31MPA,THEINLETGASCOMPOSITIONOFTHEREACTORISNH330,CH4AR157,ITREQUIRESTHEMOLEFRACTIONOFAMMONIAREACHEDSTO168OFOUTLETGASOFSYNTHESISREACTORBYCONSULTINGTHERELEVANTLITERATUREANDINFORMATION,WEDESIGNEDTHEAMMONIASYNTHESISSECTIONOFANANNUALFIFTYTHOUSANDTONSSYNTHETICAMMONIAPLANT,WITHTHEHELPOFCADTECHNOLOGY,WEDESIGNEDPIPINGANDINSTRUMENTDIAGRAMANDEQUIPMENTLAYOUTFINALLY,WEDIDTHEMATERIALBALANCEACCOUNTING,ANDTHEENERGYBALANCEACCOUNTINGOFTHEPROCESS,ALSOWESELECTEDPIPINGSIZEANDMATERIALACCORDINGTOTHEDESIGNOPERATIONOFTEMPERATURE,PRESSUREANDRELEVANTSTANDARDSKEYWORDSAMMONIASYNTHESISSECTIONMATERIALBALANCEACCOUNTINGENERGYBALANCEACCOUNTING1引言11氨的基本用途氨是基本化工产品之一，用途很广。化肥是农业的主要肥料，而其中的氮肥又是农业上应用最广泛的一种化学肥料，其生产规模、技术装备水平、产品数量，都居于化肥工业之首，在国民经济中占有极其重要的地位。各种氮肥生产是以合成氨为主要原料的，因此，合成氨工业的发展标志着氮肥工业的水平。以氨为主要原料可以制造尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、硫酸铵、氯化铵等氮素肥料。还可以将氨加工制成各种含氮复合肥料。此外，液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用，一些国家已大量使用液氨。可见，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。我国的氮肥工业自20世纪50年代以来,不断发展壮大,目前合成氨产量已跃居世界第一位,现已掌握了以焦炭、无烟煤、焦炉气、天然气及油田伴生气和液态烃多种原料生产合成氨、尿素的技术,形成了特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小生产规模并存的生产格局。氮肥工业已基本满足了国内需求,在与国际接轨后,具备与国际合成氨产品竞争的能力,今后发展重点是调整原料和产品结构,进一步改善经济性。只有通过科技进步对经济增长的贡献率来实现,这也是今后发展合成氨氮肥工业新的增长点。合成氨工业是氮肥工业的基础,在国民经济中占有重要的地位。我国大多数合成氨企业的煤制气技术沿用固定床水煤气炉,炉型老化、技术落后、能源利用率低、原料价格高,是当前急需进行技术改造的重点。目前合成氨工业的发展方向是优化原料路线,实现制氨原料的多元化,引进先进的煤气化工艺制取合成气,降低产品成本,改善生产环境同时研究开发简单可行,又可就地取得原料制取合成气的洁净煤气化技术,这也是我国目前占氮肥生产总量60左右的中小型氮肥厂亟待要解决的问题。在这种背景下，该项目以“年产5万吨合成氨合成工段工艺设计”为设计课题，对合成氨合成工段的各种工艺条件和设备选型等进行深入的研究。12合成氨技术的发展趋势由于石油价格的飞涨和深加工技术的进步,以“天然气、轻油、重油、煤”作为合成氨原料结构、并以天然气为主体的格局有了很大的变化。基于装置经济性考虑,“轻油”和“重油”型合成氨装置已经不具备市场竞争能力,绝大多数装置目前已经停车或进行以结构调整为核心内容的技术改造。其结构调整包括原料结构、品质构调整。由于煤的储量约为天然气与石油储量总和的10倍,以煤为原料制氨等煤化工及其相关技术的开发再度成为世界技术开发的热点,煤有可能在未来的合成氨装置原料份额中再次占举足轻重的地位,形成与天然气共为原料主体的格局。根据合成氨技术发展的情况分析,估计未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变,其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期,改善经济性”的基本目标,进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。大型化、集成化、自动化,形成经济规模的生产中心、低能耗与环境更友好将是未来合成氨装置的主流发展方向。在合成氨装置大型化的技术开发过程中,其焦点主要集中在关键性的工序和设备,即合成气制备、合成气净化、氨合成技术、合成气压缩机。在低能耗合成氨装置的技术开发过程中,其主要工艺技术将会进一步发展。第一,以“油改气”和“油改煤”为核心的原料结构调整和以“多联产和再加工”为核心的产品结构调整,是合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的有效途径。第二,实施与环境友好的清洁生产是未来合成氨装置的必然和惟一的选择。生产过程中不生成或很少生成副产物、废物,实现或接近“零排放”的清洁生产技术将日趋成熟和不断完善。第三,提高生产运转的可靠性,延长运行周期是未来合成氨装置“改善经济性、增强竞争力”的必要保证。有利于“提高装置生产运转率、延长运行周期”的技术,包括工艺优化技术、先进控制技术等将越来越受到重视。13合成氨常见工艺方法氨的合成是合成氨生产的最后一道工序，其任务是将经过精制的氢氮混合气在催化剂的作用下多快好省地合成为氨。对于合成系统来说，液体氨即是它的产品。工业上合成氨的各种工艺流程一般以压力的高低来分类。131高压法操作压力70100MPA，温度为550650。这种方法的主要优点是氨合成效率高，混合气中的氨易被分离。故流程、设备都比较紧凑。但因为合成效率高，放出的热量多，催化剂温度高，易过热而失去活性，所以催化剂的使用寿命较短。又因为是高温高压操作，对设备制造、材质要求都较高，投资费用大。目前工业上很少采用此法生产。132中压法操作压力为2060MPA，温度450550，其优缺点介于高压法与低压法之间，目前此法技术比较成熟，经济性比较好。因为合成压力的确定，不外乎从设备投资和压缩功耗这两方面来考虑。从动力消耗看，合成系统的功耗占全厂总功耗的比重最大。但功耗决不但取决于压力一项，还要看其它工艺指标和流程的布置情况。总的来看，在1530PA的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。133低压法操作压力10MPA左右，温度400450。由于操作压力和温度都比较低，故对设备要求低，容易管理，且催化剂的活性较高，这是此法的优点。但此法所用催化剂对毒物很敏感，易中毒，使用寿命短，因此对原料气的精制纯度要求严格。又因操作压力低，氨的合成效率低，分离较困难，流程复杂。实际工业生产上此法已不采用了。合成氨工艺流程大概可以分为原料气的制备；原料气的净化；气体压缩和氨的合成四大部分。14设计条件1生产能力液氨产量为30KT/A。2新鲜氮氢气组成如下表组成H2N2CH4AR合计摩尔分数/732524591650511003合成塔入口气为30，为155。4合成塔出口气为17。5合成操作压力31MPA。6新鲜气温度35。7其他部位的温度和压力，见流程图。8水冷却器的冷却器温度25。9以下各项再计算中，有些部位略去不计。I溶解液氨中的气体量；II部分设备和管道的阻力；III部分设备和管道的热损失。15物料流程示意图流程简介在油分离器出口的循环气中补充从净化工序送来的新鲜氮氢气，进入冷交换器和氨冷器进一步冷却，使其中的氨气绝大部分被冷凝分离出去。循环气进入合成塔，进塔走塔内间隙，温度稍升高，引出到外部热交换器再次升高温度。第二次入合成塔，经塔内热交换器加热并在催化作用下发生合成反应，温度升高出塔后一次经废热锅炉、热交换器和软水预热器回收热量，然后再经水冷却器冷却，使气体中部分氨液化，进到氨分离器分离出液氨。气体则进入循环压缩机补充压力形成循环回路。在油分离器出口补充了新鲜氮氢气入冷交换器。从冷交换器中的氨分离器分离出的液氨与由氨分离器分出的液氨汇合入液氨贮槽。由于液氨贮槽压力降低，则溶于液氨的气体和部分氨被闪蒸出来，即所谓驰放气送出另外处理。另外为限制循环气中惰气含量的积累，使其浓度不致于过高，故在氨分离器后放出一部分循环气，成为放空气。从整个系统而言，进入系统的是新鲜氮氢气，离开系统的是产品液氨、驰放气、和空气。图11氨合成工序物料流程示意图1新鲜氮气；12放空气；20驰放气；21产品液氨为计算方便起见，在流程图中各不同部位的物料，用数字编号表示。年产三万吨双极氨冷式合成氨物料衡算部分1总论氨是最为重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位同时也是能源消耗的大户，世界上大约有10的能源用于生产合成氨。氨主要用于农业,合成氨是氮肥工业的基础，氨本身是重要的氮素肥料，其他氮素肥料也大多是先合成氨、再加工成尿素或各种铵盐肥料，这部分约占70的比例，称之为“化肥氨”；同时氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，用于生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料，这部分约占30的比例,称之为“工业氨”。世界合成氨技术的发展经历了传统型蒸汽转化制氨工艺、低能耗制氨工艺、装置单系列产量最大化三个阶段。根据合成氨技术发展的情况分析,未来合成氨的基本生产原理将不会出现原则性的改变,其技术发展将会继续紧密围绕“降低生产成本、提高运行周期,改善经济性”的基本目标,进一步集中在“大型化、低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发1。11设计任务的依据设计任务书是项目设计的目的和依据产量30KT/A液氨放空气（惰性气ARCH4）17原料新鲜补充气N2242，H2751，CH407合成塔进出口氨含量25，132合成塔入口惰性气含量（惰性气ARCH4）17年工作日330D计算基准生产30000T氨12产品方案产品的名称氨NH3；产品的质量规格氨含量999（WT）；产品的规模30KT/A液氨；产品的包装方式氨为高压低温液体，合成后直接送到下一工段作为原料继续生产，多余部分设立氨储槽储存起来。2技术分析21合成氨反应的特点05N215H2NH3H4622KJMOL11是可逆反应。即在氢气和氮气反应生成氨的同时，氨也分解成氢气和氮气。2是放热反应。在生成氨的同时放出热量，反应热与温度、压力有关。3是体积缩小的反应。4反应需要有催化剂才能较快的进行。22合成氨反应的动力学动力学过程氨合成为气固相催化反应，它的宏观动力学过程包括以下几个步骤A混合气体向催化剂表面扩散外,内扩散过程；B氢,氮气在催化剂表面被吸附，吸附的氮和氢发生反应，生成的氨从催化剂表面解吸表面反应过程；C氨从催化剂表面向气体主流体扩散内,外扩散过程。对整个气固相催化反应过程，是表面反应控制还是扩散控制，取决于实际操作条件。低温时可能是动力学控制，高温时可能是内扩散控制；大颗粒的催化剂内扩散路径长，小颗粒的路径短，所以在同样温度下大颗粒可能是内扩散控制，小颗粒可能是化学动力学控制。221反应机理氮、氢气在催化剂表面反应过程的机理，可表示为N2GCATE2NCATEH2GCATE2HCATENCATEHCATENHCATENHCATEHCATENH2CATENH2CATEHCATENH3CATENH3CATENH3GCATE实验结果证明,N2活性吸附是最慢的一步，即为表面反应过程的控制步骤。23氨合成工艺的选择考虑氨合成工段的工艺和设备问题时，必须遵循三个原则一是有利于氨的合成和分离；二是有利于保护催化剂，尽量延长使用寿命；三是有利于余热回收降低能耗。氨合成工艺选择主要考虑合成压力、合成塔结构型式及热回收方法。氨合成压力高对合成反应有利,但能耗高。中压法技术比较成熟，经济性比较好，在1530PA的范围内，功耗的差别是不大的，因此世界上采用此法的很多。一般中小氮肥厂多为32MPA,大型厂压力较低,为1020MPA。由于近来低温氨催化剂的出现,可使合成压力降低。合成反应热回收是必需的,是节能的主要方式之一。除尽可能提高热回收率,多产蒸汽外,应考虑提高回收热的位能,即提高回收蒸汽的压力及过热度。高压过热蒸汽的价值较高,当然投资要多,根据整体流程统一考虑。本次设计选用中压法（压力为32MPA）合成氨流程，采用预热反应前的氢氮混合气和副产蒸汽的方法回收反应热，塔型选择见设备选型部分。24系统循环结构氢氮混合气经过氨合成塔以后，只有一小部分合成为氨。分离氨后剩余的氢氮气，除为降低惰性气体含量而少量放空以外，与新鲜原料气混合后，重新返回合成塔，再进行氨的合成，从而构成了循环法生产流程。由于气体在设备、管道中流动时，产生了压力损失。为补偿这一损失，流程中必须设置循环压缩机。循环机进出口压差约为2030大气压，它表示了整个循环系统阻力降的大小。25分离工艺进入氨合成塔催化层的氢氮混合气，只有少部分起反应生成氨，合成塔出口气体氨含量一般为1020，因此需要将氨分离出来。氨分离的方法有两种，一是水吸法，二是冷凝法，将合成气体降温，使其中的氨气冷凝成液氨，然后在氨分离器中，从不凝气体中分离出来。目前工业上主要采用冷凝法分离循环气中的氨。以水和氨冷却气体的过程是在水冷器和氨冷器中进行的。在水冷器和氨冷器之后设置氨分离器，把冷凝下来的液氨从气相中分离出来，经减压后送至液氨贮槽。在氨冷凝过程，部分氢氮气及惰性气体溶解在液氨中。当液氨在贮槽内减压后，溶解的气体大部分释放出来，通常成为“贮罐气”。3生产流程简述气体从冷交换器出口分二路、一路作为近路、一路进入合成塔一次入口，气体沿内件与外筒环隙向下冷却塔壁后从一次出口出塔，出塔后与合成塔近路的冷气体混合，进入气气换热器冷气入口，通过管间并与壳内热气体换热。升温后从冷气出口出来分五路进入合成塔、其中三路作为冷激线分别调节合成塔。二、三、四层触媒温度，一路作为塔底副线调节一层温度，另一路为二入主线气体，通过下部换热器管间与反应后的热气体换热、预热后沿中心管进入触媒层顶端，经过四层触媒的反应后进入下部换热器管内，从二次出口出塔、出塔后进入废热锅炉进口，在废热锅炉中副产25MPA蒸气送去管网，从废热锅炉出来后分成二股，一股进入气气换热器管内与管间的冷气体换热，另一股气体进入锅炉给水预热器在管内与管间的脱盐，脱氧水换热，换热后与气气换热器出口气体会合，一起进入水冷器。在水冷器内管被管外的循环水冷却后出水冷器，进入氨分离器，部分液氨被分离出来，气体出氨分离器，进入透平循环机入口，经加压后进入循环气滤油器出来后进入冷交换器热气进口。在冷交换器管内被管间的冷气体换热，冷却后出冷交换器与压缩送来经过新鲜气滤油器的新鲜气氢气、氮气会合进入氨冷器，被液氨蒸发冷凝到510，被冷凝的气体再次进入冷交，在冷交下部气液分离，液氨送往氨库气体与热气体换热后再次出塔，进入合成塔再次循环2。图31工艺流程图4工艺计算41原始条件（1）年产量300KT，年生产时间扣除检修时间后按330天计，则产量为30000/330243786T/H合成塔水冷器热交换器废热锅炉放空油分离器循环机冷交换器氨分离器新鲜气弛放液氨储槽氨冷器（2）新鲜补充气组成表41新鲜补充气组成组分H2N2CH4总计含量（）75124207100体积（M3/1万吨）21697989636991895462022449128892130KMOL/1万吨9686602531213819902879108155766（3）合成塔入口中氨含量NH3入25（4）合成塔出口中氨含量NH3出132（5）合成塔入口惰性气体含量CH4AR17（6）合成塔操作压力32MPA（7）精练气温度3512345精炼气6789101112141718合成气；13放空气20弛放气15161921液氨图41计算物料点流程42物料衡算421合成塔物料衡算（1）合成塔入口气组分入塔氨含量Y5NH325入塔甲烷含量Y5CH41700；入塔氢含量Y5H2100（2517）3/410060375；入塔氮含量Y5N2100（2517）1/410020125表42入塔气组分含量（）NH3CH4H2N2小计25176037520125100（2）合成塔出口气组分以1000KMOL入塔气作为基准求出塔气组分，出塔氨含量Y8NH3132由下式计算塔内生成氨含量MNH3M5Y8NH3Y5NH3/1Y8NH3100001320025/1013294523KMOL出塔气量M8MNH31000Y5NH3/Y8NH39452310000025/0132905477KMOL出塔甲烷含量Y8CH4M5/M8Y5CH41000/9054771718775出塔氢含量Y8H23/41Y8NH3Y8CH41003/41013201877510051019出塔氮含量Y8N21/41013201877510017006表43出塔气体组分含量（）NH3CH4H2N2小计132187755101917006100（3）合成率合成率2MNH3/M51Y5NH3Y5CH4100294523/10001002501710023484422氨分离器气液平衡计算设氨分离器进口气液混合物F，进口物料组分MI）,分离气象组分YI,气量V；分离液相组分XI,液量L，其中进口物料组分MI等于合成塔出口气体组分。根据气液平衡原理，以1KMOL进口物料为计算基准，即F1KMOL。表44已知氨分离器入口混合物组分MINH3CH4H2N2小计0132018775051019017006100000查T35，P291MPA时各组分平衡常数表45各组分平衡常数KNH3KCH4KH2KN200988227503450设（V/L）2116时，带入LIMI/1V/LKILILNH3MNH3/1V/LKNH30132/1211600980042945KMOLLCH4MCH4/1V/LKCH4018775/12116820001076KMOLLH2MH2/1V/LKH2051019/1211627500000875KMOLLH2MN2/1V/LKN2017006/1211634500000233KMOLL总LNH3LCH4LH2LN200429450001076000087500002330045129KMOL分离气体量V1L100451290954871KMOL计算气液比（V/L）0954871/0045129211587误差（V/L）（V/L）/（V/L）（2116211587）/21161000006，结果合理。从而可计算出液体中各组分含量液体中氨含量XNH3LNH3/L0042945/004512910095161液体中甲烷含量XCH4LCH4/L0001076/00451291002384液体中氢含量XH2LH2/L0000875/00451291001939液体中氮含量XN2LH2/L0000233/00451291000516表46氨分离器出口液体含量（）NH3CH4H2N2小计9516123841939051610000分离气体组分含量气体氨含量YNH3MNH3LNH3/V（01320042945）/09548719326气体甲烷含量YCH4MCH4LCH4/V（0187750001076）/09548711955气体氢含量YH2MH2LH2/V（0510190000875）/095487153339气体氮含量YN2MN2LN2/V（0170060000233）/095487117785表47氨分离器出口气体含量（）NH3CH4H2N2小计93261955533391778510000423冷交换器气液平衡计算根据气液平衡原理XIYIKI,由于冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由合成塔入口气体含量和操作条件下的分离温度可查出K（I），便可解出X（I）。查T15,P283MPA的平衡常数表48各组分的平衡常数KNH3KCH4KH2KN200254277580冷交换器出口液体组分含量出口液体氨含量XNH3YNH3/KNH39326/00254983157出口液体甲烷含量XCH4YCH4/KCH41955/2706289出口液体氢含量XH2YH2/KH253339/7508041出口液体氮含量XN2YN2/KN217785/8002513表49冷交换器出口液体组分含量（）NH3CH4H2N2小计98315706289080410251310000424液氨贮槽气液平衡计算由于氨分离器出口分离液体和冷交换器出口分离液体汇合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，即弛放气。两种液体百分比估算值，即水冷后分离液氨占总量的百分数。G（1Y5NH3）Y8NH3YNH3分/Y8NH3Y5NH31YNH3分10025）（0132009326）/（01320025）（1009326）40928水冷后分离液氨占总量的40928冷交，氨冷后分离液氨占总量的59072。以液氨贮槽入口1KMOL液体计算为准，即L01KMOL，入口液体混合后组分含量M0IL15X15IL16X16IGL0X15I1GX16I040928X15I059072X16I混合后入口氨含量M0NH30409280951610590720983157097025混合后入口甲烷含量M0CH404092800238405907200062890013472混合后入口氢含量M0H20409280019390590720008040012685混合后入口氮含量M0N204092800051605907200025100035946表410液氨贮槽入口液体含量（）M0NH3M0CH4M0H2M0N2小计970251347212685035946100当T17，P1568MPA时，计算得热平衡常数表411各组分的平衡常数KNH3KCH4KH2KN20598170575620根据气液平衡LIM0I/1V/LKI,设V/L0076,代入上式得出口液体氨含量LNH3M0NH3/1V/LKNH3097025/100910598092807KMOL出口液体甲烷含量LCH4M0CH4/1V/LKCH40013472/100911700000968KMOL出口液体氢气含量LH2M0H2/1V/LKH20012685/100915750000284KMOL出口液体氮气含量LN2M0N2/1V/LKN200035946/100916200000075KMOLL总0928070000968000028400000750929397KMOL；V109293970070603KMOL,V/LV/L0075966误差00759660076/00761000045，参数设定符合，则出口液体各组分含量如下出口液体氨含量XNH3LNH3/L092807/092939710099857出口液体甲烷含量XCH4LCH4/L0000968/09293971000104出口液体氢气含量XH2LH2/L0000284/092939710000305出口液体氮气含量XN2LN2/L0000075/0929397100000807表412液氨贮槽出口液氨组分（）NH3CH4H2N2小计9985701040030500080710000出口弛放气各组分含量弛放气氨含量YNH3M0NH3LNH3/V097025092807/007060310059743弛放气甲烷含量YCH4M0CH4LCH4/V00134720000968/007060310017710弛放气氢含量YH2M0H2LH2/V00126850000284/007060310017564弛放气氮气含量YN2M0N2LN2/V000359460000075/00706031004985表413出口弛放气组分含量（）NH3CH4H2N2小计5974317710175644985100以液氨贮槽出口10000吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量L1928892130224/099857173812414765M14271521KMOL其中NH3L19NH3L19X19NH314271521998573806963012M1425111272KMOLCH4L19CH4L19CH4X19CH4381241476501041484238184M1482115723KMOLH2L19H2L19X19H238124147650030511627865M43528139KMOLN2L19N2L19X19N238124147650008073076619M1151711KMOL液氨贮槽出口弛放气（V/L）0076V200076L1900763812414765289743522M1084635596KMOL其中NH3V20NH3V20Y20NH32897435220597431731014723M647993844KMOLCH4V20CH4V20Y20CH428974352201771051313577M192088964KMOLH2V20H2V20Y20H2289743522017564508905522M190505396KMOLN2V20N2V2Y20N22897435220049851444371457M54069084KMOL液氨贮槽出口总物料L19V2038124147652897435224102158287M液氨贮槽进口液体由物料平衡，入槽总物料出槽总物料L21L19V204102158287M153561566KMOL入口液体各组分含量计算L21IL19IV20I其中NH3L21NH339529411761797390564132680232M184494653KMOLCH4L21CH441169465328119957398145M2562417KMOLH2L21H212073745284195354049327M2412916KMOLN2L21N23194591499755915317018M683795KMOL入口液体中组分含量核算,由M0IL21I/L21入口液体中氨含量M0NH3）4132680232/425945572710097024入口液体中甲烷含量M0CH453281199/425945572710012509入口液体中氢气含量M0H252841953/425945572710012406入口液体中氮气含量M0N214997559/425945572710003521入口液体中组分含量M0（IM0（I426合成系统物料计算将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V弛，产品液氨L氨由前计算数据如下表表414各组分的含量名称NH3CH4H2N2气量补充气000707510242866763900放空气00932601955053339017785V放弛放气059743017710017564004985300853750液氨0998570001040000305000008073958601977入塔气0025017060375020125V入出塔气0132018775051019017006V出根据物料平衡和元素组分平衡求V补,V放,V入,V出循环回路中总物料体平衡V入V出V补V放V弛LNH3V出866763900V放3008537503958601977V出V放4408183273由于氨合成时体积减小V出V入（009326V放059743V弛LNH3）V入（009326V放0597433008537503958601977）以V出代人中V放369895715M3循环回路中氨平衡V出YNH3V入YNH3入V放Y放V弛YNH3弛LNH30132V出0025V入00932636989571505974330085375039586019774172837507联立式解得V出3805495624MV入4209324380M3427合成塔物料计算入塔物料V54209324380M31879162670KMOLNH3V5NH34209324380251052331095M346979067KMOLCH4V5CH44209324380177155851446M3319457654KMOLH2V5H24209324380603752541379594M31134544462KMOLN2V5N24209324380201258471265315M3378181487KMOL合成塔一出，二进物料，热交换器，冷气进出物料等于合成塔入塔物料即V5V6V74209324380M31879162670KMOL出塔物料V83805495624M31698881975KMOLNH3V8NH338054956241325023254224M3224252420KMOLCH4V8CH4380549562418777142915286M3318880147KMOLH2V8H238054956245101881941518201M3866749197KMOLN2V8N238054956241700626471701968M3288915266KMOL合成塔生成氨含量VNH3V8NH3V5NH3502325422410523310953970923129M33013647018KG沸热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。即V8V9V103805495624M3428水冷器物料计算进器物料水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V10入3805495624M3出器物料在水冷器中部分气氨被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得气液比V/L2116,有如下方程V11出/L11出V/L2116V11出L11出L10入3805495624将V11出2116L11出带入得L11出1717281419M376664349KMOL,V11出3633767482M31622217626KMOL出口气体组分由V11IV11出Y11I得其中，NH3V11NH3363376748200932643388996905M3151294505KMOLCH4V11CH41253379101954977103906414M3317138679KMOLH2V11H2125337910533841939850433M3866004657KMOLN2V11N2125337910177856462655467M3288511405KMOL出口液体各组分由L11IV8IV11I其中，NH3L11NH3502325422433889969051634257319M372957916KMOLCH4L11CH47142915286710390641439008872M317414675KMOLH2L11H2194151820119398504331667768M3744539KMOLN2L11N2647170196864626554679046501M3403862KMOL429氨分离器物料计算进器物料氨分离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料即V11V11出L11出3805495624M3出器物料气液混合物在器内进行分离，分别得到气体和液体出器气体V12V11出3633767482M3，出器液体L15L11出1717281419M376664349KMOL其中NH3L15NH317172814190951611634182171M372954561KMOLCH4L15CH4171728141900238440939989M31827678KMOLH2L15H2171728141900194033315260M31487288KMOLN2L15N217172814190005158843999M3394821KMOL氨分离器出口气体放空316513202KMOL其中，NH3V13NH33698957159326434497954M31540087KMOLCH4V13CH436989571519549772313503M33228281KMOLH2V13H236989571553384197465129M38815408KMOLN2V13N23698957151778565785953M32936873KMOL4210冷交换器物料计算进器物料进器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量V14V12V13363376748236989571535967779105M31605704424KMOL其中，NH3V14NH3359677791059326335449895M3149754417KMOLCH4V14CH4359677791051954977031592912M3313910398KMOLH2V14H235967779105533841920103920M3857189250KMOLN2V14N235967779105177856396869514M3285574532KMOL出器物料（热气）设热气出口温度17查T17,P2842MPA气相平衡氨含量YNH359，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10故V17NH31159649设热气出口氨体积为A，则A/35967779105335449895A00649A2263503242M3L17NH3V14NH3A33544989522635032421090995708M348705166KMOL冷交换器热气出口气量及组分其中NH3V17NH3V14NH3L17NH333544989510909957082263503242M3101049252KMOLCH4V17CH4V14CH47031592912M3H2V17H2V14H21920103920M3N2V17N2V14N26396869514M3出口总气量V17V14L17NH335967779105109099570834876783397M31556999259KMOL出口气体各组分NH3V17NH3V172263503242348767833971006490CH4V17CH4V1770315929123487678339710020161H2V17H2V1719201039203487678339710055054N2V17N2V17639686951434876783397100183414211氨冷器物料计算进器物料氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1866763900M3其中，CH4V1CH4866763900000760673473M32708637KMOLH2V1H286676390007516509396889M3290598075KMOLN2V1N286676390002422097568638M393641457KMOLV18（进器气体物料）V1V178667639003487678339743544422397M31943947428KMOL进器气体组分含量V18IV1IV17INH3V18NH3V17NH32263503242M3101049252KMOLCH4V18CH46067347370315929127092266385M3316619035KMOLH2V18H26509396889192010392025710436089M31147787325KMOLN2V18N2639686951420975686388494438152M3379215989KMOL各组分百分含量Y18IV18I/V18NH3Y18NH32263503242/4354442239710051981CH4Y18CH47092266385/43544422397100162874H2Y18H225710436089/435444223971005904423N2Y18N28494438152/43544422397100195075进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L18L18NH3L17NH31090995708M348705166KMOL进器总物料V18L18435444223971090995708446354181050M3出器物料已知出器气体中氨含量为2500，设出器气体中氨含量为BM3B/4354442239722635032422500解得B103202298M3则氨冷器中冷凝液氨量L18NH3V18NH3B22635032421032022981231480262M330787007KMOL氨冷器出口总液氨量L2NH3L18NH3L18NH3109099570812314802622322475970M3103681963KMOL氨冷器出口气量V2V18B4354442239710320229842512399417M31897874974KMOL其中，NH3V2NH3103202298M346072455KMOLCH4V2CH4V18CH46509396889M3290598075KMOLH2V2H2V18H225710436089M31147787325KMOLN2V2N2V18N28494438152M3379215989KMOL各组分百分含量Y2IV2I/V2NH3Y2NH3103202298/425123994171002428CH4Y2CH46509396889/4251239941710015312H2Y2H28824518/4251239941710060478N2Y2N28494438152/4251239941710019981出器总物料V2L2NH342512399417232247597087347274804M34212冷交换器物料计算进口物料冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料，其中气体入口V242512399417M3；液体入口L2NH33494983504M3由气液平衡计算得，以1KMOL进口物料为计算基准即F1LVFLXNH3VYNH3FMNH3图43冷交换器物料示意图将YNH30025，XNH30983代入上式V（XNH3MNH3）/（XNH3YNH3）1026MNH3/0958式中MNH3可由物料平衡和氨平衡计算MNH3V2NH3/V2V2V1V17V17V8V13L15V2NH3V2NH3L17NH3L18NH3式中V2冷交换器入口总物料；V17冷交换器热气出口总物料V2NH3冷交换器入口总氨物料将V843544422397M3，3，L151717281419M3代入上式解得V174354442239736989571517172814194145724526M3V286676390041457245265012488426M3；V2NH3103202298226350324212314802624527006484M3202098504KMOLMNH3V2NH3/V24527006484/501248842600903代入得V102600903/09580929；L1V0071；（L/V）0071/092900765由（L/V）可求出冷交换器冷凝液体量（L16/V3）（L/V）00765冷凝液体量L1600765V300765X42093243803220133151M3其中NH3L16NH3322013315109831573165896448M3141334663KMOLCH4L16CH43220133151000628920251417M3904081KMOLH2L16H23220133151000804125893091M31155942KMOLN2L16N2322013315100025138092195M3361259KMOL出器物料冷